本發(fā)明涉及一種含油煤氣化廢水的處理方法。

背景技術(shù)：

大力發(fā)展煤化工是解決我國能源問題的重要途徑。但是煤化工過程會產(chǎn)生大量的工藝廢水，其中含有大量的酚、氨、脂肪酸、油類、酸性氣體等污染物，是一種高氨氮、高酚值、高codcr、高色度且很難處理的工業(yè)廢水，必須先采用化工分離流程進(jìn)行處理后才能送生化處理。

目前普遍使用的處理技術(shù)和方法是首先將來自上游裝置的廢水加熱進(jìn)行汽提脫酸脫氨，然后冷卻后進(jìn)行萃取脫酚，之后將含有溶劑的廢水再次加熱進(jìn)行汽提回收溶劑，最后冷卻后送生化處理，因此在處理廢水的過程中需要將廢水進(jìn)行多次加熱和多次冷卻，蒸汽耗量和循環(huán)冷卻水耗量都比較大；且從上游裝置來的煤氣水中含有幾百甚至上千毫克每升的油脂，極易造成塔器和換熱器的堵塞，縮短設(shè)備的運(yùn)行周期，同時也加大了操作人員的工作強(qiáng)度，迫于無奈很多工廠為易堵設(shè)備設(shè)置了備用，從而增大了裝置占地和投資；而且由于廢水中含油較多，部分油在脫氨的過程中與氨一起被汽提出來，影響了副產(chǎn)品氨的品質(zhì)。

目前使用的萃取劑如異丙醚、mibk等與水的互溶度均較大，其在水中的溶解度分別為0.6wt％和1.7wt％，為了回收這部分溶劑，需要專門配置一套溶劑回收裝置，使得整個裝置流程長、設(shè)備復(fù)雜、能耗高、投資大。

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：

本發(fā)明的目的在于針對目前煤氣化廢水處理過程中存在的設(shè)備易堵塞、能耗高、回收的氨的品質(zhì)差的問題，提供一種工藝簡單，能耗低，回收產(chǎn)品純度高的處理含油煤氣化廢水的方法。

本發(fā)明的工藝方法步驟是：

(1)酸性氣飽和工序：含油煤氣化廢水從飽和塔上部進(jìn)入，酸性氣體從飽和塔下部進(jìn)入，酸性氣體在飽和塔內(nèi)對廢水進(jìn)行酸化從而降低廢水的ph值，酸化后的含油煤氣化廢水從飽和塔底部排出，送入萃取塔上部，未被廢水吸收的酸性氣從飽和塔頂部進(jìn)入洗滌塔下部，經(jīng)從脫氨塔底部出來脫氨稀酚水洗滌后從洗滌塔頂部出來送硫回收處理，洗滌塔底部出來的廢水與含油煤氣化廢水一起進(jìn)入飽和塔中；

(2)溶劑萃取脫酚和油工序：進(jìn)入萃取塔廢水與從萃取塔下部進(jìn)入塔內(nèi)的萃取劑逆流接觸進(jìn)行多級逆流萃取，從萃取塔底部出來脫除酚和油后的廢水，從萃取塔上部出來的富含油和酚的萃取相進(jìn)入萃取物槽；

(3)萃取劑與酚油分離工序：萃取物槽中的富含油和酚的萃取相經(jīng)過與從酚塔塔釜出來的酚油和酚塔塔頂出來的萃取劑分別換熱后進(jìn)入酚塔，在酚塔內(nèi)進(jìn)行萃取劑和酚油的精餾分離，酚塔塔釜出來的酚油經(jīng)過換熱后給送至罐區(qū)，酚塔塔頂蒸餾出來的萃取劑經(jīng)過換熱后進(jìn)入溶劑循環(huán)槽，之后溶劑循環(huán)槽中的萃取劑一部分送萃取塔循環(huán)使用，另一部分萃取劑返回到酚塔中；

(4)脫酸及殘留溶劑回收工序：從萃取塔底部出來脫除酚和油后的廢水一部分作為脫酸塔的冷進(jìn)料從脫酸塔上部進(jìn)入，另一部分經(jīng)過與從脫氨塔出來的脫氨稀酚水換熱之后作為熱進(jìn)料從脫酸塔中部進(jìn)入，從脫酸塔頂端出來的酸性氣和溶解在廢水中的萃取劑的混合氣進(jìn)入冷卻器，之后進(jìn)入酸性氣分液罐進(jìn)行氣-液-液三相分離，酸性氣分液罐分離出的酸性氣體返回飽和塔，上層液相萃取劑返回溶劑循環(huán)槽中，下層液相水溶液返回脫酸塔，為防止碳銨結(jié)晶堵塞換熱管，在冷卻器換熱管內(nèi)噴入從脫氨塔底部出來脫氨稀酚水；

(5)脫氨工序：從脫酸塔4底部出來的脫酸后廢水從脫氨塔上部進(jìn)入，同時從脫氨塔上部加入氫氧化鈉溶液，從脫氨塔塔頂出來的氨水汽進(jìn)入由三個換熱器和三個分凝器組成的三級分凝裝置進(jìn)行濃縮提純，之后分凝液相進(jìn)入氨凝液槽，氨凝液槽中的分凝液大部分返回脫氨塔頂部作為回流；為避免酸性氣在脫氨工序中的積累，小部分分凝液送至脫酸塔，從最后一個分凝器出來的富氨氣進(jìn)入后續(xù)氨精制單元制成氨水或者液氨在廠內(nèi)脫硫、脫硝使用或作為產(chǎn)品銷售；從脫氨塔底部出來的脫氨稀酚水一部分送至洗滌塔和冷卻器中，另一部分送至后續(xù)生化處理。

所述步驟(1)中的酸性氣體是二氧化碳。

所述步驟(1)中的飽和塔內(nèi)酸化后的廢水的ph值是6.5-8.5。

所述步驟(1)中的飽和塔為板式塔或者填料塔，飽和溫度為20-60℃，壓力為0.02-0.30mpa，塔板數(shù)為10-20塊。

所述步驟(2)中的萃取劑是甲基異丁基酮。

所述步驟(2)中的萃取塔內(nèi)水相的ph為6.5-8.5，萃取溫度為20-60℃，萃取壓力為0.02-0.40mpa，萃取劑與進(jìn)入萃取塔的廢水的體積比為1:3-10，萃取級數(shù)為4-8級。

所述步驟(2)中的萃取塔為轉(zhuǎn)盤萃取塔、填料萃取塔或者篩板萃取塔。

所述步驟(3)中的酚塔為板式塔，塔頂溫度為110-170℃，塔釜溫度為200-260℃；壓力為0.02-0.32mpa；回流比為0.15-0.26，塔板數(shù)為15-20塊。

所述步驟(4)中的脫酸塔是將酸性氣與殘留在廢水中的萃取劑一起脫除，冷進(jìn)料與熱進(jìn)料的體積比為1:3-6，塔頂溫度為90-110℃，塔釜溫度為135-160℃；壓力為0.25-0.55mpa；塔板數(shù)為22-30塊。

所述步驟(5)中的脫氨塔為板式塔，塔頂溫度為135-160℃，塔釜溫度為145-165℃；壓力為0.30-0.60mpa；塔板數(shù)為25-30塊。

所述步驟(5)中的氨凝液槽中70％-90％體積流量的分凝液返回脫氨塔5頂部作為回流，其余10％-30％體積的分凝液送至脫酸塔4。

所述步驟(5)中的脫氨塔上部加入質(zhì)量濃度為20-40wt％的氫氧化鈉溶液，加入量為進(jìn)入脫氨塔的廢水質(zhì)量的0.2-1.0wt％。

所述步驟(5)從脫氨塔塔頂出來的氨水汽進(jìn)入由三個換熱器和三個分凝器組成的三級分凝裝置是氨水汽先進(jìn)入一級換熱器，之后進(jìn)入一級分凝器，再進(jìn)入二級換熱器，之后進(jìn)入二級分凝器，最后進(jìn)入三級換熱器，之后進(jìn)入三級分凝器。

本發(fā)明與現(xiàn)有技術(shù)相比，具有如下優(yōu)點(diǎn)：

1.可有效回收廢水中的酚類，可將酚殘留量降低至400mg/l以下；同時對廢水中的油類有較好的脫除效果，減輕生化處理的負(fù)擔(dān)；

2.可有效解決目前廢水中的油類對設(shè)備的堵塞問題，減少換熱器備用數(shù)量，延長裝置運(yùn)行周期，節(jié)省投資；

3.可有效避免酚、油對氨水或液氨品質(zhì)的影響，提高氨水或液氨純度；

4.本發(fā)明方法中廢水只有一次加熱和一次冷卻過程，可大幅度降低能耗。

附圖說明

圖1是本發(fā)明的工藝流程示意圖。

如圖所示：1-飽和塔，2-萃取塔，3-酚塔，4-脫酸塔，5-脫氨塔，6-洗滌塔，7-溶劑循環(huán)槽，8-萃取物槽，9-酸性氣分液罐，10-一級分凝器，11-二級分凝器，12-三級分凝器，13-氨凝液槽，14-冷卻器。

具體實(shí)施方式

實(shí)施例1

(1)酸性氣飽和工序

本實(shí)施例選取固定床碎煤加壓氣化產(chǎn)生的含油、酚和氨的廢水，經(jīng)煤氣水分離裝置去除懸浮物、泥塵、焦油及部分輕油后，總酚為5570mg/l，其中揮發(fā)酚為4475mg/l，總氨為8180mg/l，其中游離氨為6230mg/l，油為1110mg/l，廢水ph值為9.0，進(jìn)入本發(fā)明的飽和塔1頂部，飽和塔1采用板式塔，操作溫度為45℃，操作壓力為0.10mpag，塔板數(shù)為14，從裝置外來的二氧化碳和從酸性氣分液罐9來的含萃取劑的酸性氣體從飽和塔1的底部進(jìn)入塔內(nèi)，二者逆流接觸，溶劑氣和二氧化碳?xì)獗缓蛷U水吸收進(jìn)入廢水中，過量的酸性氣體從飽和塔1頂部進(jìn)入洗滌塔6中，進(jìn)一步被從脫氨塔5底來的脫氨稀酚水洗滌后送后續(xù)硫回收裝置處理，洗滌塔6底部出來的廢水進(jìn)入飽和塔1，酸性氣飽和后的含油酚水ph值為7.1，從飽和塔1底部排出，送入萃取塔2中。

(2)溶劑萃取脫酚和油工序

從飽和塔1底部出來的含油酚水由泵送進(jìn)萃取塔2的上部，萃取劑采用甲基異丁基酮，萃取劑由溶劑循環(huán)槽7被泵送進(jìn)萃取塔2的底部，二者在塔內(nèi)逆流接觸，含油酚水中的酚和油被萃取劑萃取進(jìn)入萃取相中，萃取劑與廢水的體積比為1:5，萃取ph值為7.1，萃取溫度為45℃，萃取壓力為0.30mpa，萃取級數(shù)為4級，萃取物從萃取塔2的頂部澄清段流至萃取物貯槽8中，萃余液從萃取塔2底部排出，送入脫酸塔4中。

(3)萃取劑與酚油分離工序

萃取物貯槽8中的萃取物經(jīng)換熱至105℃后進(jìn)入酚塔3上部，酚塔3塔頂壓力為0.01mpa，溫度為113℃，塔底壓力為0.04mpa，溫度為203℃，回流比為0.14，塔板數(shù)為16，塔頂蒸餾出來的萃取劑經(jīng)換熱器冷卻后返回溶劑循環(huán)槽7，塔底出來的酚油送至罐區(qū)。

(4)脫酸及殘留溶劑回收工序

從萃取塔2底部出來脫除酚和油后的廢水一部分作為脫酸塔4的冷進(jìn)料從脫酸塔4上部進(jìn)入，另一部分經(jīng)過與從脫氨塔5出來的脫氨稀酚水換熱之后作為熱進(jìn)料從脫酸塔4中部進(jìn)入，冷、熱兩股進(jìn)料的體積比為1:5，塔頂壓力為0.30mpa，溫度為95℃，塔底壓力為0.32mpa，溫度為142℃，塔板數(shù)為24，酸性氣和甲基異丁基酮的混合氣體從脫酸塔4頂汽提出來，經(jīng)冷卻器14冷卻至40℃后進(jìn)入酸性氣分液罐9中進(jìn)行氣-液-液三相分離，氣相為含少量溶劑的酸性氣體返回飽和塔1，液相水溶液返回脫酸塔4，液相溶劑返回溶劑循環(huán)槽7。為了防止碳銨結(jié)晶堵塞換熱管，在冷卻器14換熱管內(nèi)噴入脫氨后的稀酚水。

(5)脫氨工序

從脫酸塔4底部出來的脫酸后的廢水從上部進(jìn)入脫氨塔5內(nèi)，塔頂壓力為0.38mpa，溫度為145℃，塔底壓力為0.40mpa，溫度為152℃，塔板數(shù)為27，從塔頂汽提出的氨水汽進(jìn)入由換熱器和分凝器組成的三級分凝裝置進(jìn)行濃縮提純，一級分凝器10的溫度為125℃，壓力為0.34mpa；二級分凝器11的溫度為85℃，壓力為0.30mpa；三級分凝器12的溫度為40℃，壓力為0.26mpa。三級分凝裝置產(chǎn)生的75％體積流量的分凝液返回脫氨塔5頂部作為回流，其余25％體積的分凝液送至脫酸塔4熱進(jìn)料管線。在脫氨塔5上部加入質(zhì)量濃度為20wt％的氫氧化鈉溶液，加入量為進(jìn)入脫氨塔的廢水質(zhì)量的0.7wt％。經(jīng)濃縮提純后的富氨氣進(jìn)入后續(xù)氨精制單元制成氨水或者液氨在廠內(nèi)脫硫、脫硝自用或作為產(chǎn)品銷售；從脫氨塔5底部出來的脫氨稀酚水一部分送至洗滌塔6和冷卻器14中，另一部分送至后續(xù)生化處理，廢水中總酚含量為330mg/l，其中揮發(fā)酚為45mg/l，油含量為30mg/l，總氨含量為78mg/l。

實(shí)施例2

待處理廢水同實(shí)施例1，工藝方法步驟同實(shí)施例1，具體工藝條件為：

步驟(1)中，飽和塔1采用填料塔，操作溫度為53.5℃，操作壓力為0.15mpa，理論塔板數(shù)為20，酸性氣飽和后的含油、酚和氨的廢水ph值為7.5。

步驟(2)中，萃取塔2采用規(guī)整格柵填料，萃取級數(shù)為5級，萃取劑與廢水的體積比為1:6，萃取溫度為54℃，萃取壓力為0.15mpa，萃取ph值為7.5。

步驟(3)中，酚塔3塔頂壓力為0.15mpa，溫度為144℃，塔底壓力為0.18mpa，溫度為233℃；回流比為0.17，塔板數(shù)為17。

步驟(4)中，脫酸塔4冷、熱兩股進(jìn)料的體積比為1:4，塔頂壓力為0.35mpa，溫度為100℃，塔底壓力為0.37mpa，溫度為146℃，塔板數(shù)為25。

步驟(5)中，脫氨塔5塔頂壓力為0.43mpa，溫度為148℃，塔底壓力為0.45mpa，溫度為156℃，塔板數(shù)為27。一級分凝器10的溫度為125℃，壓力為0.36mpa；二級分凝器11的溫度為85℃，壓力為0.32mpa；三級分凝器12的溫度為40℃，壓力為0.24mpa。三級分凝裝置產(chǎn)生的80％體積流量的分凝液返回脫氨塔5頂部作為回流，其余20％體積的分凝液送至脫酸塔4熱進(jìn)料管線。質(zhì)量濃度為25wt％的氫氧化鈉溶液加入量為進(jìn)入脫氨塔5的廢水質(zhì)量的0.5wt％。處理后送生化處理裝置的廢水中總酚含量為295mg/l，其中揮發(fā)酚為27mg/l，油含量為30mg/l，總氨含量為89mg/l。

實(shí)施例3

待處理廢水同樣選取固定床碎煤加壓氣化產(chǎn)生的含油、酚和氨的廢水，經(jīng)煤氣水分離裝置去除懸浮物、泥塵、焦油及部分輕油后，總酚為6186mg/l，其中揮發(fā)酚為4840mg/l，總氨為11116mg/l，其中游離氨為10250mg/l，油為258mg/l，廢水ph值為9.4，工藝方法步驟同實(shí)施例1，具體工藝條件為：

步驟(1)中，飽和塔1采用板式塔，操作溫度為48.8℃，操作壓力為0.20mpa，理論塔板數(shù)為14，酸性氣飽和后的含油、酚和氨的廢水ph值為7.2。

步驟(2)中，萃取塔2采用轉(zhuǎn)盤萃取塔，萃取理論級數(shù)為4級，萃取劑與廢水的體積比為1:7，萃取溫度為50℃，萃取壓力為0.20mpa，萃取ph值為7.2。

步驟(3)中，酚塔3塔頂壓力為0.22mpa，溫度為157℃，塔底壓力為0.24mpa，溫度為250℃；回流比為0.24，塔板數(shù)為18。

步驟(4)中，脫酸塔4冷、熱兩股進(jìn)料的體積比為1:3，塔頂壓力為0.40mpa，溫度為102℃，塔底壓力為0.42mpa，溫度為150℃，塔板數(shù)為28。

步驟(5)中，脫氨塔5塔頂壓力為0.48mpa，溫度為152℃，塔底壓力為0.50mpa，溫度為159℃，塔板數(shù)為30。一級分凝器10的溫度為130℃，壓力為0.38mpa；二級分凝器11的溫度為80℃，壓力為0.34mpa；三級分凝器12的溫度為40℃，壓力為0.20mpa。三級分凝裝置產(chǎn)生的90％體積流量的分凝液返回脫氨塔5頂部作為回流，其余10％體積的分凝液送至脫酸塔4熱進(jìn)料管線。質(zhì)量濃度為32wt％的氫氧化鈉溶液加入量為進(jìn)入脫氨塔5的廢水質(zhì)量的0.4wt％。處理后送生化處理裝置的廢水中總酚含量為397mg/l，其中揮發(fā)酚為73mg/l，油含量為55mg/l，總氨含量為105mg/l。

實(shí)施例4

待處理廢水選取固定床熔渣氣化產(chǎn)生的含油、酚和氨的廢水，經(jīng)煤氣水分離裝置去除懸浮物、泥塵、焦油及部分輕油后，總酚為5065mg/l，其中揮發(fā)酚為3234mg/l，總氨為25506mg/l，其中游離氨為22420mg/l，油為582mg/l，廢水ph值為9.8，工藝方法步驟同實(shí)施例1，具體工藝條件為：

步驟(1)中，飽和塔1采用板式塔，操作溫度為45℃，操作壓力為0.05mpa，理論塔板數(shù)為16，酸性氣飽和后的含油、酚和氨的廢水ph值為8.0。

步驟(2)中，萃取塔2采用篩板萃取塔，萃取級數(shù)為6級，萃取劑與廢水的體積比為1:8，萃取溫度為45℃，萃取壓力為0.10mpa，萃取ph值為8.0。

步驟(3)中，酚塔3塔頂壓力為0.3mpa，溫度為164℃，塔底壓力為0.32mpa，溫度為255℃；回流比為0.26，塔板數(shù)為20。

步驟(4)中，脫酸塔4塔頂壓力為0.33mpag，溫度為99℃，塔底壓力為0.45mpa，溫度為152℃，

步驟(5)中，脫氨塔5塔頂壓力為0.43mpa，溫度為148℃，塔底壓力為0.45mpa，溫度為156℃，塔板數(shù)為30。一級分凝器10的溫度為128℃，壓力為0.35mpa；二級分凝器11的溫度為84℃，壓力為0.28mpa；三級分凝器12的溫度為40℃，壓力為0.15mpa。三級分凝裝置產(chǎn)生的85％體積流量的分凝液返回脫氨塔5頂部作為回流，其余15％體積的分凝液送至脫酸塔4熱進(jìn)料管線。質(zhì)量濃度為40wt％的氫氧化鈉溶液加入量為進(jìn)入脫氨塔5的廢水質(zhì)量的0.8wt％。處理后送生化處理裝置的廢水中總酚含量為315mg/l，其中揮發(fā)酚為27mg/l，油含量為67mg/l，總氨含量為56mg/l。